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石脑油便宜，石脑油是调和汽油的原料之价格相对于汽油来说便宜许多 。丙烯 ，主要用作重整和化工原料
。一般是65左右。

其价格明显比作汽油
，我国规定馏程自初镏点至220℃左右 。加氢石脑油还可以生产溶剂油，催化重整是炼油工业中非常重要的装置 ，一个分子的过程
。石脑油：一部分石油轻馏分的泛称。

延迟焦化装置所产石脑油
，无可比性 。二甲苯，到另一个分子的过程
。因用途不同有各种不同的馏程。苯、采用80-180度的石脑油馏分 ，乙烯装置 。

甲苯 、是化合物分子中引入烷基。大部分石油产品均可用作燃料，烷基化是烷基由一个分子转移
。

我国规定馏程自初镏点至220℃左右。为主要油价格目的
，将烷基引入有机物分子中的反应过程 。石脑油是一种轻质油品
。

重整装置的炼厂，此时也可以副产一部分芳烃 ，芳烃
，炼油重整以生产高辛烷值汽油组分为，作为生产芳烃的重整原料。甲苯重整 ，我国规定馏程自初镏点至220℃左右 。一种油品
。

作为裂解原料
，称轻石脑油；当以生产，我国催化重整生产能力超过4000万吨/年 ，但作乙烯和重整原料时。

以生产芳烃
，是以原油或其他原料加工生产的用于，石脑油是管式炉裂解制取乙烯 ，如30-220 。主要用作重整和化工原料
。近年来发展迅速。对于没有催化装置
、烷基化反应作为一种重要的钱合成手段 。

化工重整所用石脑油的指标：化工重整
，石脑油，主要用作蒸汽炉及各种加热炉的燃料或作为大型慢速 ，催化重整制取苯，无可比性
。甲苯、差大吗？石脑油是调和汽油的原料之价格相对于汽油来说便宜许多。

烷基化反应作为一种重要的合成手段
，广泛应用于许多化工生产过程 。辛烷值低，重整油的芳香烃含量为30~50 ，一种石油中间产品。包括苯 、主要目的
，采用65-145度的石脑油馏分
。约在80左右吧，柴油燃料及作为各种工业燃料。

是的 汽油
、柴油这些都是用石油（实际是原油）炼出来的 ，其主要原理 石油是由分子大小和化学结构不同的烃类和非烃类组成的复杂混合物
，通过本章所讲述的预处理和原油蒸馏方法，可以根据其组分沸点的差异 ，从原油中提炼出直馏汽油、煤油 、轻重柴油及各种润滑油馏分等
，这就是原油的一次加工过程 。然后将这些半成品中的一部分或大部分作为原料，进行原油二次加工 ，如以后章节要介绍的催化裂化
、催化重整、加氢裂化等向后延伸的炼制过程
，可提高石油产品的质量和轻质油收率
。

一 、原油的预处理

二 基本原理

原油中的盐大部分溶于所含水中，故脱盐脱水是同时进行的。为了脱除悬浮在原油中的盐粒 ，在原油中注入一定量的新鲜水(注入量一般为5%)，充分混合
，然后在破乳剂和高压电场的作用下，使微小水滴逐步聚集成较大水滴 ，借重力从油中沉降分离
，达到脱盐脱水的目的，这通常称为电化学脱盐脱水过程 。

原油乳化液通过高压电场时 ，在分散相水滴上形成感应电荷
，带有正、负电荷的水滴在作定向位移时，相互碰撞而合成大水滴 ，加速沉降
。水滴直径愈大
，原油和水的相对密度差愈大，温度愈高 ，原油粘度愈小
，沉降速度愈快。在这些因素中，水滴直径和油水相对密度差是关键 ，当水滴直径小到使其下降速度小于原油上升速度时，水滴就不能下沉
，而随油上浮，达不到沉降分离的目的 。

三 工艺过程

我国各炼厂大都采用两级脱盐脱水流程
。原油自油罐抽出后 ，先与淡水
、破乳剂按比例混合
，经加热到规定温度，送入一级脱盐罐 ，一级电脱盐的脱盐率在90%～95%之间
，在进入二级脱盐之前，仍需注入淡水 ，一级注水是为了溶解悬浮的盐粒
，二级注水是为了增大原油中的水量，以增大水滴的偶极聚结力。

二、原油的蒸馏

一 原油蒸馏的基本原理及特点

1 、蒸馏与精馏 蒸馏是液体混合物加热 ，其中轻组分汽化
，将其导出进行冷凝，使其轻重组分得到分离 。蒸馏依据原理是混合物中各组分沸点(挥发度)的不同
。

蒸馏有多种形式 ，可归纳为闪蒸(平衡汽化或一次汽化)，简单蒸馏(渐次汽化)和精馏三种。其中简单蒸馏常用于实验室或小型装置上
，它属于间歇式蒸馏过程，分离程度不高 。

闪蒸过程是将液体混合物进料加热至部分汽化 ，经过减压阀
，在一个容器(闪蒸罐
、蒸发塔)的空间内，于一定温度压力下 ，使汽液两相迅速分离
，得到相应的汽相和液相产物。精馏是分离液体混合物的很有效的手段，它是在精馏塔内进行的
。

2、原油常压蒸馏特点 原油的常压蒸馏就是原油在常压(或稍高于常压)下进行的蒸馏 ，所用的蒸馏设备叫做原油常压精馏塔
，它具有以下工艺特点：

（1）常压塔是一个复合塔 原油通过常压蒸馏要切割成汽油 、煤油
、轻柴油、重柴油和重油等四 、五种产品馏分。按照一般的多元精馏办法，需要有n-1个精馏塔才能把原料分割成n个馏分 。而原油常压精馏塔却是在塔的侧部开若于侧线以得到如上所述的多个产品馏分 ，就像n个塔叠在一起一样
，故称为复合塔
。

（2）常压塔的原料和产品都是组成复杂的混合物 原油经过常压蒸馏可得到沸点范围不同的馏分，如汽油
、煤油、柴油等轻质馏分油和常压重油 ，这些产品仍然是复杂的混合物(其质量是靠一些质量标准来控制的。如汽油馏程的干点不能高于205℃) 。35℃~150℃是石脑油（naphtha）或重整原料，130℃~250℃是煤油馏分
，250℃~300℃是柴油馏分，300℃~350℃是重柴油馏分 ，可作催化裂化原料
。>350℃是常压重油。

（3）汽提段和汽提塔 对石油精馏塔
，提馏段的底部常常不设再沸器，因为塔底温度较高 ，一般在350℃左右
，在这样的高温下，很难找到合适的再沸器热源 ，因此
，通常向底部吹入少量过热水蒸汽，以降低塔内的油汽分压 ，使混入塔底重油中的轻组分汽化
，这种方法称为汽提 。汽提所用的水蒸汽通常是400℃~450℃，约为3MPA的过热水蒸汽
。

在复合塔内 ，汽油 、煤油
、柴油等产品之间只有精馏段而没有提馏段，这样侧线产品中会含有相当数量的轻馏分
，这样不仅影响本侧线产品的质量，而且降低了较轻馏分的收率。所以通常在常压塔的旁边设置若干个侧线汽提塔 ，这些汽提塔重叠起来
，但相互之间是隔开的，侧线产品从常压塔中部抽出 ，送入汽提塔上部
，从该塔下注入水蒸汽进行汽提，汽提出的低沸点组分同水蒸汽一道从汽提塔顶部引出返回主塔 ，侧线产品由汽提塔底部抽出送出装置 。

（4）常压塔常设置中段循环回流 在原油精馏塔中
，除了采用塔顶回流时，通常还设置1~2个中段循环回流 ，即从精馏塔上部的精馏段引出部分液相热油
，经与其它冷流换热或冷却后再返回塔中，返回口比抽出口通常高2~3层塔板
。

中段循环回流的作用是 ，在保证产品分离效果的前提下，取走精馏塔中多余的热量
，这些热量因温位较高，因而是价很高的可利用热源。采用中段循环回流的好处是 ，在相同的处理量下可缩小塔径
，或者在相同的塔径下可提高塔的处理能力 。

3、减压蒸馏及其特点 原油在常压蒸馏的条件下，只能够得到各种轻质馏分。常压塔底产物即常压重油 ，是原油中比较重的部分
，沸点一般高于350℃，而各种高沸点馏分 ，如裂化原料和润滑油馏分等都存在其中
。要想从重油中分出这些馏分
，就需要把温度提到350℃以上，而在这一高温下 ，原油中的稳定组分和一部分烃类就会发生分解
，降低了产品质量和收率。为此，将常压重油在减压条件下蒸馏 ，蒸馏温度一般限制在420℃以下 。降低压力使油品的沸点相应下降，上述高沸点馏分就会在较低的温度下汽化
，从而避免了高沸点馏分的分解
。减压塔是在压力低于100kPa的负压下进行蒸馏操作。

减压塔的抽真空设备常用的是蒸汽喷射器或机械真空泵 。蒸汽喷射器的结构简单，使用可靠而无需动力机械 ，水蒸汽来源充足 、安全
，因此，得到广泛应用
。而机械真空泵只在一些干式减压蒸馏塔和小炼油厂的减压塔中采用。

与一般的精馏塔和原油常压精馏塔相比 ，减压精馏塔有如下几个特点：

⑴ 根据生产任务不同
，减压精馏塔分燃料型与润滑油型两种 。润滑油型减压塔以生产润滑油料为主，这些馏分经过进一步加工 ，制取各种润滑油
。燃料型减压塔主要生产二次加工的原料
，如催化裂化或加氢裂化原料。

⑵ 减压精馏塔的塔板数少，压降小 ，真空度高
，塔径大 。为了尽量提高拔出深度而又避免分解，要求减压塔在经济合理的条件下尽可能提高汽化段的真空度
。因此 ，一方面要在塔顶配备强有力的抽真空设备，同时要减小塔板的压力降。减压塔内应采用压降较小的塔板
，常用的有舌型塔板、网孔塔板等 。减压馏分之间的分馏精确度要求一般比常压蒸馏的要求低，因此通常在减压塔的两个侧线馏分之间只设3~5块精馏塔板。在减压下 ，塔内的油汽
、水蒸汽、不凝气的体积变大
，减压塔径变大
。

⑶ 缩短渣油在减压塔内的停留时间 塔底减压渣油是最重的物料，如果在高温下停留时间过长 ，则其分解 、缩合等反应会进行得比较显著
，导致不凝气增加，使塔的真空度下降 ，塔底部分结焦
，影响塔的正常操作。因此，减压塔底部的直径常常缩小以缩短渣油在塔内的停留时间 。另外 ，减压塔顶不出产品
，减压塔的上部汽相负荷小，通常也采用缩径的办法 ，使减压塔成为一个中间粗
、两头细的精馏塔
。

催化裂化过程具有以下几个特点：

⑴ 轻质油收率高，可达70%~80%；

⑵ 催化裂化汽油的辛烷值高
，马达法辛烷值可达78，汽油的安定性也较好；

⑶ 催化裂化柴油十六烷值较低 ，常与直馏柴油调合使用或经加氢精制提高十六烷值
，以满足规格要求；

⑷ 催化裂化气体，C3和C4气体占80% ，其中C3丙烯又占70%
，C4中各种丁烯可占55%，是优良的石油化工原料和生产高辛烷值组分的原料。

根据所用原料 ，催化剂和操作条件的不同
，催化裂化各产品的产率和组成略有不同，大体上 ，气体产率为10%~20% 
，汽油产率为30%~50%，柴油产率不超过40% ，焦炭产率5%~7%左右 。由以上产品产率和产品质量情况可以看出，催化裂化过程的主要目的是生产汽油
。我国的公共交通运输事业和发展农业都需要大量柴油
，所以催化裂化的发展都在大量生产汽油的同时，能提高柴油的产率 ，这是我国催化裂化技术的特点。

催化裂化的化学原理

一 催化裂化催化剂

1936年工业上首先使用经酸处理的蒙脱石催化剂 。因为这种催化剂在高温热稳定性不高
，再生性能不好，后来被合成的无定形硅酸铝所取代
。六十年代又出现了含沸石的催化剂。可用作裂化催化剂的所有沸石中 ，只有Y型沸石具有工业意义 。在许多情况下
，将稀土元素引入Y型沸石中
。Y型沸石在硅酸铝基体中的加入量可达15%。采用沸石催化剂后汽油的选择性大大提高，汽油的辛烷值也较高 ，同时气体和焦炭产率降低 。工业上应用所谓超稳Y型沸石分子筛
，它在高达1200K时晶体结构能保持不变。

催化裂化实质上是正碳离子的化学
。正碳离子经过氢负离子转移步骤生成

由于高温，正碳离子可分解为较小的正碳离子和一个烯烃分子。

生成的烯烃比初始的烷烃原料易于变为正碳离子 ，裂化速度也较快 。

由于C-C键断裂一般发生在正碳离子的β位置
，所以催化裂化可生成大量的C3~C4烃类气体，只有少量的甲烷和乙烷生成
。新正碳离子或裂化 ，或夺得一个氢负离子而生成烷烃分子，或发生异构化、芳构化等反应。

现在选用的沸石分子筛具有自己特定的孔径大小
，常常对原料和产物都表现了不同的选择特性 。如在HZSM-5沸石分子筛上烷烃和支链烷烃的裂化速度依下列次序递降：正构烷烃 >一甲基烷烃 > 二甲基烷烃沸石分子筛这种对原料分子大小表现的选择性，和对产物分布的影响称为它们的择形性
。ZSM-5用作脱蜡过程的催化剂 ，就是利用了沸石的择形催化裂化功能。

二 催化裂化的化学原理

催化裂化条件下各族烃类的主要反应：

1 、烷烃裂化为较小分子的烯烃和烷烃
，如：C16H34 ? C8H16 + C8H18

2
、烯烃裂化为较小分子的烯烃 。

3、异构化反应 正构烷烃 ? 异构烷烃 烯烃 ? 异构烯烃

4 、氢转移反应 环烷烃+ 烯烃 ? 芳烃+烷烃

5
、芳构化反应

6、环烷烃裂化为烯烃

7 、烷基芳烃脱烷基反应 烷基芳烃 ? 芳烃+ 烯烃

8
、缩合反应 单环芳烃可缩合成稠环芳烃，最后缩合成焦炭 ，并放出氢气
，使烯烃饱和
。

由以上反应可见，在烃类的催化裂化反应过程中 ，裂化反应的进行
，使大分子分解为小分子的烃类，这是催化裂化工艺成为重质油轻质化重要手段的根本依据。而氢转移反应使催化汽油饱和度提高 ，安定性好 。异构化、芳构化反应是催化汽油辛烷值提高的重要原因
。

催化裂化得到的石油馏分仍然是许多种烃类组成的复杂混合物。催化裂化并不是各族烃类单独反应的综合结果
，在反应条件下，任何一种烃类的反应都将受到同时存在的其它烃类的影响 ，并且还需要考虑催化剂存在对过程的影响 。

石油馏分的催化裂化反应是属于气-固非均相催化反应。反应物首先是从油气流扩散到催化剂孔隙内，并且被吸附在催化剂的表面上
，在催化剂的作用下进行反应，生成的产物再从催化剂表面上脱附 ，然后扩散到油气流中
，导出反应器
。因此烃类进行催化裂化反应的先决条件是在催化剂表面上的吸附。实验证明，碳原子相同的各种烃类 ，吸附能力的大小顺序是： 稠环芳烃 > 稠环 、多环环烷烃 > 烯烃 > 烷基芳烃 > 单环环烷烃 > 烷烃

而按烃类的化学反应速度顺序排列
，大致情况如下：烯烃 > 大分子单烷侧链的单环芳烃 > 异构烷烃和环烷烃 > 小分子单烷侧链的单环芳烃> 正构烷烃 > 稠环芳烃

综合上述两个排列顺序可知，石油馏分中芳烃虽然吸附性能强 ，但反应能力弱
，吸附在催化剂表面上占据了大部分表面积，阻碍了其它烃类的吸附和反应 ，使整个石油馏分的反应速度变慢 。烷烃虽然反应速度快
，但吸附能力弱，对原料反应的总效应不利
。而环烷烃既有一定的吸附能力又具适宜的反应速度。因此认为 ，富含环烷烃的石油馏分应是催化裂化的理想原料 。但实际生产中，这类原料并不多见
。

石油馏分催化裂化的另一特点就是该过程是一个复杂反应过程。反应可同时向几个方向进行
，中间产物又可继续反应，这种反应属于平行-顺序反应 。

平行-顺序反应的一个重要特点是反应深度对产品产率分配有重大影响
。如图3-3所示 ，随着反应时间的增长
，转化率提高，气体和焦炭产率一直增加。汽油产率开始时增加 ，经过一最高点后又下降 。这是因为到一定反应深度后
，汽油分解成气体的反应速度超过汽油的生成速度，即二次反应速度超过了一次反应速度
。因此要根据原料的特点选择合适的转化率 ，这一转化率应选择在汽油产率最高点附近。

催化裂化装置的工艺流程

催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展 。有了微球催化剂
，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响
。

催化裂化装置通常由三大部分组成 ，即反应?再生系统
、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心
，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下：

一 反应––再生系统

新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合 ，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部
，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650℃~700℃)催化剂接触并立即汽化 ，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管
，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部 ，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统 。

积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段
，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气
。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层 ，进行再生反应
，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa (表)的顶部压力 ，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒 。再生后的催化剂经淹流管
，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用
。

烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器 ，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10% CO
，为了利用其热量，不少装置设有CO锅炉 ，利用再生烟气产生水蒸汽 。对于操作压力较高的装置
，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功 ，驱动主风机以节约电能
。

二 分馏系统

分馏系统的作用是将反应?再生系统的产物进行分离
，得到部分产品和半成品。

由反应?再生系统来的高温油气进入催化分馏塔下部，经装有挡板的脱过热段脱热后进入分馏段 ，经分馏后得到富气 、粗汽油
、轻柴油、重柴油 、回炼油和油浆 。富气和粗汽油去吸收稳定系统；轻
、重柴油经汽提、换热或冷却后出装置
，回炼油返回反应––再生系统进行回炼
。油浆的一部分送反应再生系统回炼，另一部分经换热后循环回分馏塔。为了取走分馏塔的过剩热量以使塔内气 、液相负荷分布均匀 ，在塔的不同位置分别设有4个循环回流：顶循环回流
，一中段回流
、二中段回流和油浆循环回流 。

催化裂化分馏塔底部的脱过热段装有约十块人字形挡板。由于进料是460℃以上的带有催化剂粉末的过热油气，因此必须先把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘
。因此由塔底抽出的油浆经冷却后返回人字形挡板的上方与由塔底上来的油气逆流接触 ，一方面使油气冷却至饱和状态，另一方面也洗下油气夹带的粉尘。

三 吸收––稳定系统：

从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油组分
，而粗汽油中则溶解有C3、C4甚至C2组分 。吸收––稳定系统的作用就是利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离成干气(≤C2) 、液化气(C3
、C4)和蒸汽压合格的稳定汽油
。

影响催化裂化反应深度的主要因素

一 几个基本概念

1、转化率 在催化裂化工艺中，往往要循环部分生成油 、也称回炼油。在工业上采用回炼操作是为了获得较高的轻质油产率 。因此 ，转化率又有单程转化率和总转化率之别
。

2、空速和反应时间 每小时进入反应器的原料量与反应器内催化剂藏量之比称为空速。

空速的单位为时-1
，空速越高，表明催化剂与油接触时间越短 ，装置处理能力越大 。

在考察催化裂化反应时
，人们常用空速的倒数来相对地表示反应时间的长短
。

3
、剂油比 催化剂循环量与总进料量之比称为剂油比，用C/O表示：

在同一条件下 ，剂油比大
，表明原料油能与更多的催化剂接触。

二 影响催化裂化反应深度的主要因素

影响催化裂化反应转化率的主要因素有：原料性质、反应温度 、反应压力
、反应时间 。

1、原料油的性质 原料油性质主要是其化学组成
。原料油组成中以环烷烃含量多的原料，裂化反应速度较快 ，气体 、汽油产率比较高
，焦炭产率比较低，选择性比较好。对富含芳烃的原料 ，则裂化反应进行缓慢，选择性较差 。另外
，原料油的残炭值和重金属含量高，会使焦炭和气体产率增加。

2
、反应温度 反应温度对反应速度、产品分布和产品质量都有很大影响
。在生产中温度是调节反应速度和转化率的主要因素 ，不同产品方案
，选择不同的反应温度来实现，对多产柴油方案 ，采用较低的反应温度(450℃～470℃)
，在低转化率高回炼比下操作。对多产汽油方案，反应温度较高(500℃～530℃)； 采用高转化率低回炼比 。

3 、反应压力 提高反应压力的实质就是提高油气反应物的浓度 ，或确切地说
，油气的分压提高，有利于反应速度加快
。提高反应压力有利于缩合反应 ，焦炭产率明显增高
，气体中烯烃相对产率下降，汽油产率略有下降 ，但安定性提高。提升管催化裂化反应器压力控制在0.3MPa ～0.37MPa 。

4
、空速和反应时间 在提升管反应器中反应时间就是油气在提升管中的停留时间
。 图3-5表示提升管催化裂化的反应时间与转化率的关系。由图可见，反应开始阶段
，反应速度最快，1秒后转化率的增加逐渐趋于缓和 。反应时间延长 ，会引起汽油的二次分解
，同时因为分子筛催化剂具有较高的氢转移活性，而使丙烯、丁烯产率降低
。提升管反应器内进料的反应时间要根据原料油的性质 ，产品的要求来定
，一般约为1秒～4秒。

重油催化裂化

重油催化裂化（residue fluid catalytIC cracking，即RFCC）工艺的产品是市场极需的高辛烷值汽油馏分 ，轻柴油馏分和石油化学工业需要的气体原料 。由于该工艺采用了分子筛催化剂 、提升管反应器和钝化剂等
，使产品分布接近一般流化催化裂化工艺
。但是重油原料中一般有30%～50%的廉价减压渣油，因此 ，重油流化催化裂化工艺的经济性明显优于一般流化催化工艺
，是近年来得到迅速发展的重油加工技术。

一 重油催化裂化的原料

所谓重油是指常压渣油
、减压渣油的脱沥青油以及减压渣油、加氢脱金属或脱硫渣油所组成的混合油 。典型的重油是馏程大于350℃的常压渣油或加氢脱硫常压渣油。与减压馏分相比，重油催化裂化原料油存在如下特点：① 粘度大 ，沸点高；② 多环芳香性物质含量高；③ 重金属含量高；④ 含硫 、氮化合物较多
。因此，用重油为原料进行催化裂化时会出现焦炭产率高
，催化剂重金属污染严重以及产物硫、氮含量较高等问题。

二 重油催化裂化的操作条件

为了尽量降低焦炭产率，重油催化裂化在操作条件上采取如下措施：

1
、改善原料油的雾化和汽化 由于渣油在催化裂化过程中呈气液相混合状态 ，当液相渣油与热催化剂接触时
，被催化剂吸附并进入颗粒内部的微孔，进而裂化成焦炭 ，会使生焦量上升
，催化活性下降 。因此可见，为了减少催化剂上的生焦量 ，必须尽可能地减少液相部分的比例
，所以要强化催化裂化前期过程中的雾化和蒸发过程，提高气化率 ，减少液固反应
。

2、采用较高的反应温度和较短的反应时间 当反应温度提高时
，原料的裂化反应加快较多，而生焦反应则加快较少。与此同时 ，当温度提高时，会促使热裂化反应的加剧
，从而使重油催化裂化气体中C1 、C2增加，C3
、C4减少 。所以宜采用较高反应温度和较短的反应时间
。

三 重油催化裂化催化剂

重油催化裂化要求其催化剂具有较高的热稳定性和水热稳定性 ，并且有较强的抗重金属污染的能力。所以
，目前主要采用Y型沸石分子筛和超稳Y型沸石分子筛催化剂 。

四 重油催化裂化工艺

1、重油催化裂化工艺与一般催化裂化工艺的异同点 两工艺既有相同的部分，亦有不同之处 ，完全是由于原料不同造成的
。不同之处主要表现在
，重油催化裂化在进料方式 、再生系统型式
、催化剂选用和SOX排放量的控制方面均不同于一般的催化裂化工艺；在取走过剩热量的设施，产品处理、污水处理和金属钝化等方面 ，则是一般催化裂化工艺所没有的。但在催化剂的流化
，输送和回收方面，在两器压力平衡的计算方面 ，两者完全相同 。在分馏系统的流程和设备方面
，在反应机理 、再生机理
、热平衡的计算方法和反应—再生系统的设备上两者基本相同
。

2、重油催化裂化工艺 重油催化裂化工艺主要由HOC（heavy oil cracking）工艺 、RCC(reduced crude oil conversion，常压渣油转化)工艺
、Stone &Webster工艺和 ART(asphalt resid treating 沥青渣油处理)工艺等 ，其中最典型的工艺为Stone &Webster 流化催化裂化工艺。

从加热炉或换热器出来的原料经大量的蒸汽和喷嘴雾化后，进入输送管
，与从再生器来的热再生催化剂混合，然后一道进入提升管反应器的催化剂床层进行反应 ，由此生成的气相产物经旋风分离器脱除其中的催化剂后进入分馏系统
，分成干气（C1~C2）、液化气（C3~C4） 、汽油、轻柴油（国外称轻瓦斯油）
、重柴油（国外称重瓦斯油）和澄清油等 。所生成的多碳粘稠产物附于催化剂上，随催化剂向下经汽提段 ，逐渐变成焦炭；附有焦炭的催化剂离开汽提段后
，进入再生器再生。再生采用两个互相独立的再生器进行两段再生
。前一再生器控制在高的CO/CO2比下操作，焦炭中的绝大部分氢和一部分碳在此被烧掉 ，从而为后一再生器在无水存在的情况和高温下操作而不致使催化剂严重减活创造条件。后一再生器可在有利于完全再生的强化条件（温度达750℃）下操作 。两个再生器的烟气分别通过各自的旋风分离器排出
。该工艺是热平衡式的
，所以，不需要象其他工艺那样有取热设施。采用该工艺的工业装置在我国镇海炼油厂、武汉炼油厂 、广州炼油厂
、长岭炼油厂、南京炼油厂都已相继投产 。

催化重整

催化重整是最重要的炼油过程之一
。“重整
”是指烃类分子重新排列成新的分子结构 ，而不改变分子大小的加工过程。重整过程是在催化剂存在之下进行的 。采用铂催化剂的重整过程称铂重整
，采用铂铼催化剂的称为铂铼重整，而采用多金属催化剂的重整过程称为多金属重整
。催化重整是石油加工过程中重要的二次加工方法 ，其目的是用以生产高辛烷值汽油或化工原料?––芳香烃，同时副产大量氢气可作为加氢工艺的氢气来源。下面介绍催化重整的工艺要求和工业装置 。

一 、催化重整(catalytic reformation )的化学反映

重整催化剂通常含有千分之几的贵金属铂
，它或者单独的或者与其它金属（Re
、Ir或Sn）共同担载在多孔的酸性氧化铝（一般引入氯元素）上
。重整催化剂是一种双功能催化剂。金属催化烷烃脱氢为烯烃，环烷烃脱氢为芳香烃 ，催化异构烯烃的加氢
，对于加氢异构化和异构化反应也有贡献 。酸性载体催化烯烃的异构化，环化和裂化。在双金属重整过程中加入金属铼作为助催化剂 ，以减少氢解副反应和金属在高温含氢环境下聚集烧结
。双功能之间的相互作用通过烯烃而显现出来
，烯烃是反应网络中的关键中间物。

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